. 安庆石化炼油厂工艺流程及其危险性分析
2.1 安庆石化炼油厂概况
安庆石化总厂炼油厂是安庆石化总厂的主要生产厂，74年始建，76年建成投产，82年通过国家验收，89年被批准为国家二级企业。炼油厂现有原油加工能力400万吨/年，拥有固定资产原值17.08亿元，职工近2000人。
炼油厂位于石化一路，南与化肥厂、机械厂相接。北与腈纶公司相邻。厂区铁路专用线与合九铁路相接。8公里长输管线连接港贮公司。原油进厂为水路运输，由长江经总厂港贮公司码头输送进厂；产品出厂形成水路、公路、铁路三者并存的格局。
炼油厂现有主辅生产装置36套，其中包括300万吨/年、100万吨/年常减压装置各一套；120万吨/年催化裂化装置；30万吨/年芳烃抽提装置；10万吨/年第一套气体分馏装置；40万吨/年催化裂解、20万吨/年液化气脱硫醇、20万吨/年液化气脱硫、12万吨/年汽油脱硫醇、5万吨/年干气脱硫、20万吨/年气体分馏等6套装置组成的国内第一套大型联合装置；50万吨/年、70万吨/年延长焦化装置各一套；20万吨/年第一套低压加氢精制装置；40万吨/年第二套中压加氢精制装置，2.5万吨/年的聚丙烯装置，15万吨/年催化重整装置等。此外，还有与常减压装置、催化裂化装置相配套的电化学精制、气体脱硫、催化汽油与液态烃脱硫等装置。“三废”处理环保设施有0.5万吨/年和2万吨/年的脱硫回收装置各一套，以及年处理能力为40万吨的两套污水汽提装置和一个污水处理场。配套设施有14个油品和气体罐区，一个火车发油站，以及相应的供气、供水、供电、供风系统。主要产品有汽油、柴油、石脑油、液化石油气、石油焦、工业硫磺、聚丙烯等二十二个品种。其中90#车用汽油、0#轻柴油、石脑油、“A”燃料油等9种产品被评为部优产品，石油焦等15种产品被评为安徽省优质产品。1997年炼油厂主导产品90#车用汽油、0#轻柴油获安徽省名牌产品称号。并选入“中国名牌商品库”。无铅汽油、0#柴油、石脑油、“A”燃料油、工业硫磺、石油焦等产品已进入国际市场，远销日本、美国、法国等十几个国家和地区。
安庆石化总厂炼油厂厂区生产范围，按集团公司关键部位危险点划分规定，全厂主要危险点144个，催化裂化、催化裂解和贮运车间 罐区为省一级要害部位。同时还有省二级、三级要害部位，全厂各生产装置和油品贮运区域均被
定为重点防火区域。
石油化工生产的特点 （1）生产装置大型化。
（2）生产过程具有高度的连续性。 （3）工艺过程和辅助系统庞大复杂。 （4）生产过程自动化程度高。 （5）生产过程危险性大 2.2催化裂解装置及原理
催化裂解车间是世界上首套以重质油为原料，生产气体轻烯烃的工业生产装置车间由40万吨/年催化裂解装置，20万吨/年液化气脱硫装置，20万吨/年液化气脱硫醇装置，12万吨/年汽油脱硫醇装置，5万吨/年干气脱硫装置，20万吨/年气体分馏装置组成。装置于1995年投产，经两次大修改造后。现处理能力达65万吨/年。关键设备有加热炉、反应器、再生器、分馏塔、丙烯塔C-703、丙烯塔C704等共39台。
催化裂解工艺是在催化工艺基础上发展起来的石油炼制新工艺，其目的产品是丙系烯，因此在反应过程中控制氢转移反应以控制烯烃饱和，而且高的反应温度及低的催化剂活性对氢转移反应不利，同时裂解反映同属于平行-顺序反应，增加放映深度及反应时间有利于中间产物的进一步裂化，提高丙烯收率。此外，在裂解过程中催化剂的使用也相当重要，选用好催化剂，才能多产生焦及低分子化合物，减少生焦，尽可能少消耗烯烃多产出丙烯。 2.3反应、再生部分
催化裂解反应温度为510-540℃，反应压力为0.07-0.10MPa。其反应是以催化反应为主，反应热较大，需要7-10的剂油比。为了降低油气分压，需在反应器内通入25%（相对总进料）的水蒸气。催化裂解原则工艺流程与催化裂化基本相似。
1.原料预热系统
裂解主要原料为直馏蜡油，新鲜原料由装置外送入原料油缓冲罐D-203，用泵P-201从D-203抽出。首先进原料——油浆换热器E-201/1-4换热至300℃左右，分两路进原料加热炉F-201升温至≯380℃后，随雾化蒸汽进入喷嘴，
进料喷嘴共四个，对称分布。 2.反应系统
反应进料与来自再生器的约700℃高温催化剂接触，在提升管内立即汽化并反应，反应油气、注入的水蒸气与未转化的原料油携带催化剂经过分布板一并进入流化床反应器进一步反应。与此同时，在催化剂上沉积一部分芳烃缩合物——焦炭。携带催化剂的反应油气经四组两级旋风分离器分离，分离出的油气去分馏塔，回收下来的积存有焦炭的催化剂经料腿流入反应器床层下部。然后经过汽提段，用过热水蒸汽进行汽提，脱去夹带油气的待生催化剂经斜管流入烧焦管。反应压力由气体压缩机（K-301）入口管线上的压力调节器控制。
正常操作时，压力控制为0.07-0.10MPa。非正常情况下，可用入口放火炬阀控制。反应温度由再生斜管单动滑阀开度控制，正常操作时，反应床层温度控制为510-540℃。 3.再生系统
来自汽提段的待生催化剂，与经循环斜管自再生器来的约700℃高温催化剂混合，以提高再生起始温度，一般控制在600℃以上。混合物的催化剂在烧焦管内烧焦（约50%的焦炭）。烧焦空气由主风机（K-101）供给，经辅助燃烧室（F-101），预混合烧焦管提升待生及再生催化剂与烧焦产生的烟气并流向上，进入再生器床层，根据需要，灵活通入部分新鲜空气用以进一步少掉残存的焦炭。在再生器稀相床层中，烟气携带的催化剂大量沉积下来。未沉降的催化剂与烟气一起进入五组两级旋风分离器。分离出的烟气进入外集气室，通过再生器顶部双动滑阀，然后进入余热锅炉发生中压蒸汽，使烟气温度降至200-240℃去烟囱放空。分离出的催化剂返回再生器密相床，再生后催化剂进入外脱气罐，脱去催化剂携带的烟气，然后经再生斜管进入提升管反应器。
再生器压力由再生器顶部双动滑阀控制，正常操作时，压力控制在0.1-0.14MPa，温度为700℃。
上述工艺过程中的主要操作条件如下：
石油化工企业的生产过程中压力的平衡相当重要，压力不平衡，产生超压或负压状况时就有可能发生物料流动停止、倒流，损坏设备，甚至导致恶性爆炸事故的发生。因此在反再的工艺过程中需保持以下的压力平衡：
反—再工艺压力平衡
反再过程中的有以下主要的危险点：
反应器再生器：内部装有高温催化剂，充满易燃易爆的高温烃类油气。若再生器床层稀密相严重超温，处理不当或不及时，将会损坏催化剂和设备，若因操作失误，将导致催化剂倒流，大量空气进入反应器，甚至造成火灾爆炸事故。
提升管：提升管出口温度应控制在520℃-545℃。反应温度过高会引起反应深度过大，使生焦增大，再生器温度容易超温，若注风量不足，会引起碳堆积造成事故，若反应温度过低，原料油中的重组分不能完全汽化，会引起待生催化剂带油，引发事故。
预混合烧焦管：提高预混合烧焦管压降，可提高预混合烧焦管烧焦效果，但预混合烧焦管压降过大，会引起烧焦管噎噻，主风机压力超高，造成主风机飞动，两路催化剂循环中断。反应切断进料。
加热炉：加热炉炉膛温控≯800℃，操作温度300℃-400℃之间。炉管由于长期高温作用，腐蚀冲刷、局部过热。过高的油气线速，极易导致炉管减薄穿孔，引起火灾或爆炸。如因事故熄火，瓦斯在烟道中聚焦极易发生爆炸。在开工点炉过程中，如操作程序错误或处理不当也易发生爆炸事故。加热炉火源也是装置唯一明火点，如某一部位大量油气泄露，扩散至炉区将发生恶性爆炸事故。
余热锅炉：主要是利用高温烟气与各受热面管内介质进行对流换热使水蒸气汽化，最终形成高温高压蒸汽。余热锅炉超温超压、满水缺水等等都可以引发恶性事故。 2.4分馏部分
来自反应器的油气进入分馏塔（C-201）下部。分馏塔共有3层舌型塔板，底部设有8层冷却洗涤用的人字挡板。经分离后塔顶得到裂解气体、粗汽油、侧线抽出裂解轻油，塔底为裂解重油（油浆）。为了提供足够的内回流和使塔的负荷比较均匀，分馏塔分别建立了四个循环回流。
塔顶温度为110℃，压力为0.04-0.06MPa，分馏塔顶油气先经分馏塔顶前冷器（E-203/1-4）冷至80℃，进入分馏塔顶回流罐（D-201），冷凝的液体经分馏塔顶回流泵（P-203）抽出，大部分作为分馏塔顶冷回流送入分馏塔第30层塔板，另一部分与D-201中未冷凝的气体一起进入分馏塔顶后冷器（E-204/1-5）冷至40℃后进入塔顶油气分离器（D-202）。在D-202中分离出的粗汽油用粗汽油泵（P-202）送至吸收塔。分出的富气进入气体压缩机，经压缩冷却，再经吸收脱吸，脱硫及气体分馏等过程，将C3、C4等气体产物进行分离回收，得到所需化工原料或民用燃料。D-201、D-202分出的含硫污水排至含硫污水处理系统。
裂解轻油和贫吸收油（温度155-160℃）自分馏塔第18层板自流入轻油汽提塔（C-202），经水蒸气汽提后用轻柴油泵（P-204）抽出，经贫吸收油-富吸收油换热器（E-202/1.2），然后再进贫吸收油冷却器（E-204/1.2）冷却至40℃，绝大部分作为贫吸收油送至吸收稳定部分，少部分为裂解轻油送出装置作轻柴油调合组分。富吸收油在E-202中换热升温至100-130℃返回分馏塔第21层塔板。
第一中断回流由分馏塔（C-201）第16层塔板，用第一中断回流泵（P-205）抽出送至脱吸塔（C-302）做塔底重沸器（E-301）的热源，然后进第一中断回流冷却器（E-206/1.2）用循环水冷却至150℃返回分馏塔（C-201）第18层塔板。
第二中断回流（包括回炼油）由分馏塔（C-201）第二层塔板自流入回炼油罐（D-204），温度为330℃，然后用第二中断回流泵（P-206）抽出，分三路，一路作为第二中断循环回流，做稳定塔（C-304）底重沸器（E-304）的热源，然后返回分馏塔（C-201）第五层塔板，另一路作为内回流返回分馏塔第二层塔板上，再一路为回炼油在原料加热炉（F-201）对流室出口与原料油汇合一并进入辐射室，加热至330-380℃进入提升管进料喷嘴。
循环油浆经油浆泵（P-207/1-3）从C-201底部抽出后，先与原料-油浆换热器（E-201/1-4）换热，再经循环油浆冷却器（E-207）冷却至275℃后，一部分返回C-201人字挡板上部，另一部分返回人字挡板下部。少部分送至油浆冷却器（E-208）冷至90-100℃作为裂解重油送出装置。在设计中亦考虑了油浆回炼，以满足反应、再生热平衡。尽量做到再生器不打燃烧油，使两器达到自身热平衡。
在上述整个分馏过程中，分馏装置是重点设备，因此分馏塔的各项操作条件相当重要。具体如下表：
分馏过程中存在大量的危险性，对此过程中的重要危险设备的工艺参数的监控，原料油经裂解反应后，其反应产物就要经过容器进行油气分离油气分离器液位的控制非常重要。液位过高会导致反应系统增压，而且气压机入口富气带油会损坏气压机，甚至有爆炸危险，液位过低，将引起稳定系统操作波动。
原料油油浆换热器：定期对原料油-油浆换热器进行巡检。看其介质温度、压力是否超高，设备、管线、阀门等有无泄露，保温是否完好，消防设施是否完
好。
在分馏的过程中，油浆泵相当重要。油浆泵出口压力为1.0-1.2MPa。温度为330-350℃，电流120-130A，定期检查泵出入口位置是否正确；备用泵有无预热；泵管线，阀门等有无泄露，油箱冷却与投用情况；封油压力，温度是否正常；润滑油油箱液面、油质情况，下水道、排污口是否畅通；消防设施是否完好。 2.5 气体压缩机和吸收稳定部分
1．气压缩及冷却系统
从分馏部分D-202来的富气被气体压缩机K-301两段加压到1.5MPa。富气经一段压缩后压力为0.32 MPa，温度为110℃。为防止气体在冷却器形成胺盐结晶和硫腐蚀，为此，在冷却前注入洗涤水。气体经冷却后（温度为40℃）进入气压机一级出口中间凝液罐（D-303）把凝缩油、水和不凝气分离，然后不凝气进入第二压缩，压力升至1.4 MPa温度约为115℃。送至气压机出口前冷器（E-305/1.2）前与从脱吸塔（C-302）来的脱吸气混合送入E-305/1.2冷却至50℃，与用吸收塔底泵（P-307）送来的饱和吸收油混合进入压缩机出口后冷器（E-306/1.2）冷至40℃进入气压机出口油气分离器（D-301），在D-301分离罐中把凝缩油和不凝气分离，然后分别去脱吸塔、吸收塔。为了防止氮化物、硫化物对后面设备的腐蚀，在E-305/1.2前后注入软化水洗涤，污水从D-301排至含硫污水脱油脱气罐。
2．收脱吸系统
吸收塔顶操作压力1.3MPa，从D-301来的压缩富气进入吸收塔（C-301）底部，自下而上逆流与来自D-202粗汽油和从补充吸收剂泵（P-304）送来的稳定汽油（补充吸收剂）逆流接触。气体中的C3及C3以上的组分被吸收，剩下含有少量吸收剂的气体（贫气）离开塔顶去再吸收塔（C-303）。
为了取走吸收时放出的热量，在吸收塔用P-302/1-4分别抽出四个中断回流经冷却器（E-307/1-4）冷却后再返回吸收塔。
在D-301中平衡汽化得到的凝缩油经泵（P-301）抽出经脱吸塔进料-汽油换热器换热至70℃进入脱吸塔（C-302）顶部，脱吸塔顶操作压力1.5MPa，温度71℃，脱吸塔底部由脱吸塔底重沸器（E-301）提供热量用分馏部分第一中断回流作热载体。以脱除吸收C2组分，脱乙烷汽油送至稳定系统。
贫气从C-301顶出来进入C-303，操作压力为1.22MPa。与从分馏部分来的贫吸收油（轻柴油）逆流接触，以脱除气体中夹带的轻汽油组分。吸收后的气体（干气）送至脱硫装置，富吸收油则靠C-303的压力自流到E-202/1.2与贫吸收油换热后，再返回分馏塔（C-201）进行蒸脱。
3．汽油稳定系统
脱乙烷汽油从脱吸塔底出来，用稳定塔进料泵送至稳定塔进料换热器（E-302/1.2）和脱丁烷汽油换热后进入稳定塔（C-304）。塔的操作压力1.27MPa，顶温59℃左右，丁烷和更轻的组分从塔顶馏出，经过塔顶冷凝冷却器（E-308/1-4）冷却后进入回流罐（D-302），液体产品-液化气用稳定塔顶回流泵P-305升压，大部分作为C-304的回流，另一部分作为化工原料送至脱硫装置。脱丁烷汽油自塔底靠本身压力依次进入E-303/1.2、E-302/1.2，换热后进入稳定汽油冷却器（E-309/1.2），被冷到40℃。一部分作为补充吸收剂，用泵P-304压送至吸收塔，期于部分送往脱硫装置。稳定塔底重沸器（E-304）的热源，来自分馏部分第二中断回流，为稳定塔提供热量。
在整个的吸收稳定部分中有脱吸塔、稳定塔、再生器等重要设备。很好的控制这些设备在生产工艺过程中的各种数据相当重要，具体如下：
稳定吸收的过程中对液化气冷凝气的监控相当重要，该装置具体工艺参数及监控要点是：压力 1.05-1.15 MPa、 温度 30-45℃，设备管线、阀门等有无泄露；可燃性气体报警仪是否完好，操作时防止冻伤、防止爆炸，消防设施是否完好。
2.6气、液化气脱硫
1．干气脱硫系统
来自催化裂解装置的干气，先进入稳定干气分液罐（D-401），在罐内除去携带的重烃，然后进入干气脱硫塔（C-401）的下部。在塔内干气自下而上流动，在通过每层塔盘处与从塔上部流下的贫胺液逆流接触进行传质，干气中的酸性物质H2S、CO2被胺液吸收，使干气逐渐被净化，最后干气通过塔顶部的升气管进入溶剂分离段，将携带的胺溶液进行自然分离，净化干气从塔顶出来进入净化干气分液罐（D401/1）以进一步除去携带的胺液后去全厂燃料气系统。
2．液化气脱硫
由裂解装置拉的含有H2S的稳定液化气进入液化气脱硫原料罐（D-402），用液化气脱硫进料泵（P-403）抽出升压进入液化气脱硫塔（C-402）下部与塔上部下来的贫胺液逆流接触，液化气中的H2S被胺液吸收使液化气得到净化，净化液化气在塔上部分离出携带的溶剂后靠自压进入液化气脱硫醇部分。
3．溶剂再生系统
从干气脱硫塔C-401和液化气脱硫塔C-402底部流出的富胺液，溶解了少量轻烃，经塔底液位控制阀减压后进入富液闪蒸罐（D-403），在低压下闪蒸出溶解的轻烃，经压控阀去全厂火炬系统。闪蒸后的富液泵（P-402）抽出经贫富液换热器（E-401）与从溶剂再生塔（C-403）底来的高温贫胺液换热，富液经换热升温后进入溶剂再生塔（C-403）上部，C-403是富胺液解吸塔，塔底温度约121℃，塔顶压力约0.1MPa，解吸所需热量由再生塔底重沸（E-404）提供热源，所用蒸汽是经减压减温到0.3 MPa、143℃的低压蒸汽。进入再生塔的胺液自上而下流动，随温度升高而分解放出酸性气（H2S和CO2）同时使溶液得到再生，再生后的贫胺液从塔底流出，先与富液换热，然后进到贫液冷却器（E-402）用水冷却至40℃后进入溶剂贮罐（D-404）中贮存。解吸出来的酸性气体从再生塔顶逸出经再生塔冷凝器（E-403）冷凝后进到再生塔顶回流罐（D-405），罐内的冷凝
液体通过再生塔顶回流泵（P-404）抽出做C-403塔顶回流，以控制塔顶温度，回流罐内的酸性气体经压力控制阀去硫磺回收装置。溶剂贮罐（D-404）内的贫胺液用干气脱硫贫液泵（P-401）和液化气脱硫贫液泵（P-405）抽出升压后分别泵入C-401和C-402上部做干气、液化气脱硫溶剂，另外，根据稳定液化气含酸气量的情况，液化气脱硫所用贫液也可先与液化气一起经静态混合器（M-401）混合脱除酸性气后进塔，此时脱硫塔（C-402）将起到净化液化气与胺液沉降器分离作用。为了防止溶剂发泡，对在进入气体吸收塔C-401和C402前的贫液都设有阻泡剂罐（D-410/1.2）。
装置内的凝结水收集在蒸汽汽液分离罐（D-407）中，凝结水自压至气分装置凝结水罐（D-708）。
装置内设有溶剂补充系数，将桶装醇胺液加至溶剂配制回收罐（D-414）中，用溶剂配制回收泵（P-406）抽送或用非净化风压送至溶剂贮罐（D-404）中。
装置内设有溶剂回收系统，由于装置停工时系统内会残余少量溶剂，须自压进入溶剂配制回收罐（D-414）中，然后用溶剂配制回收泵抽送或用非净化风压送至溶剂贮罐（D-404）中。
4．汽油脱硫醇部分
由催化裂解来的稳定汽油分两路进入汽油预碱液混合器（M-501/1.2）与循环碱液混合后一起进入汽油预碱洗分离罐（D-501）经沉降分离出碱液后汽油从罐顶溢出进入汽油脱硫醇抽提塔（C-501）下部，自下而上与塔顶流下的含催化剂碱液在装有FG格栅填料的填料层中逆向接触，汽油中的硫醇与碱反应生成溶于碱液的硫醇钠盐，含盐碱渣从塔底流出经汽油脱硫醇碱液加热器(E-501)用低压蒸汽加热至60℃左右进入碱液氧化混合器（M-502）与进入混合器的空气充分混合，然后进入碱液氧化塔（C-502），在催化剂作用下，空气中的氧与硫醇钠反应生成不溶于碱液的二硫化物，同时碱液得以再生，二硫化物随碱液一起从C-502顶部流出进到汽油抽提碱液分离罐（D-502），碱液由汽油抽提碱液循环泵（P-501）抽出泵入C-501上部循环使用。D-502中的二硫化物定期用二硫化物泵（P-504）送入装置，D-502中的废气经压控阀送往全厂火炬系统。
经抽提后的汽油从C-501顶部流出与来自混合氧化碱液循环泵（P-502）的循环碱液和空气一起进入混合氧化混合器（M-503），混合进入混合氧化塔
（C-503），汽油中尚未脱除的硫醇在塔内继续被氧化成二硫化物，然后从塔顶流出进入氧化碱液分离罐（D-503）中沉降分离，罐底碱液由P-502抽出循环使用，废气排入全厂火炬系统，精制汽油由罐顶进入汽油砂滤塔（C-504）自上而下通过砂滤层，除掉其杂质及破乳后进入精制汽油碱液分离罐（D-508）中，然后由精制汽油泵（P-503）抽出经加入一定量的防胶剂和防腐剂后送出装置去罐区。罐底分离出的少量碱液定期经P-502送出装置或泵入C-503中循环使用。
碱液配制：由系统来的30%碱液进到碱液贮罐（D-506/2.3），然后向罐内加入软化水，通过补充新鲜碱液泵（P-509）进行循环配制成10%（重）的碱液，将10%碱液定期用泵向汽油预碱洗分离罐（D-501）和液化气预碱洗分离罐（D-601）中进行补碱。
含催化剂碱液配制：通过P-509将一定量的10%新鲜碱液泵入催化剂碱液配制罐（D-507）向罐内加入适量催化剂后通风搅拌，并用催化剂碱液配制泵（P-507）从D-507中将碱液抽出进行自循环，最后用P-507将含催化剂碱液泵入D-506/2中，需要时通过含催化剂碱液泵（P-509）定期向汽油抽提碱液分离罐（D-502）、汽油混合氧化碱液分离罐（D-503）中和液化器抽提碱液分离罐（D-602）中补充碱液。
防胶剂配制：将适量防胶剂倒入防胶剂配制罐（D-504）后通入精制汽油溶解，经防胶剂配制泵（P-505）抽出送入防胶剂计量罐（D-505/1.2）中贮存，使用时通过防胶剂注入泵（P-506）抽出注入到精制汽油中。
5．液化气脱硫醇部分
从液化气脱硫塔C-402顶来的液化气，自压进入液化气预碱洗混合器（M-601）与循环碱液混合后进入液化气预碱洗罐（D-601）沉降分离出碱液后，液化气从罐顶流出进到液化气脱硫醇抽提塔（C-601）下部，自下而上与塔顶流下的含催化剂碱液在装有FG格栅填料层中逆向接触，将液化气中的硫醇抽提出来生成溶于碱液的硫醇钠盐随同碱液一起从塔底流出经过液化气脱硫醇碱液加热气（E-601）加热至60℃，再经碱液氧化混合器（M-602）与空气混合后进入碱液氧化塔（C-602），在催化剂作用下，碱液中的硫醇钠被空气中的氧氧化成二硫化物，同时碱液得到再生。二硫化物随碱液一起从C-602顶部出来进到液化气抽提碱液分离罐（D-602）中，碱液由液化气抽提循环泵（P-601）抽出泵入C601
上部循环使用，而二硫化物则定期通过二硫化物泵（P-603）送出装置，D-602中的废气经压控阀送往全厂火炬系统。C-601顶部出来的精制液化气经液化气水洗混合器（M-603）与由液化气水洗泵（P-602）送来的新鲜水混合后进入液化气水洗罐（D-603）初步分层脱去水份，水洗后的液化气最后进到液化气脱水罐（D-604）脱除游离水后送往气体分馏装置。
在整个过程中明确下列主要设备的操作条件是必要的： 干气脱硫塔C-401
溶剂再生塔
汽油脱硫醇抽提塔C-501
碱液氧化塔C-502
液化气脱硫抽提塔C-601 碱液氧化塔C-602
整个双脱过程中主要危险点的工艺参数及监控要点如下：
酸性气罐：液位 50士10%；H2S浓度 约50% 爆炸极限 4.3-46%；酸性题采样时须两人以上，配戴防毒器具，站上风口硫化氢报警仪是否完好；设备、管线、阀门等有无泄露。
碱泵（P-601）：出口压力 2.7-3.0MPa 温度 50-70℃ 碱液浓度 15% 操作维修时防止碱液灼伤；定期检查泵体、管线、阀门等有无泄露，泵运行是否正常。
2.7气体分馏装置
从脱硫脱硫醇部分来的精制液化气进入丙烷塔进料罐（D-701），然后由丙烷塔进料泵（P-701）抽出，经丙烷塔进料加热器（E-701）加热至约65℃，进入丙烷塔（C-701），从塔顶出来的气相馏分经丙烷塔顶冷凝器（E-705/1.2）冷凝至47℃的饱和液体，再进入丙烷塔顶回流罐（D-702）。D-702中的液体 一路由丙烷塔回流泵（P-702）抽出作为塔C-701顶回流，另一路由乙烷塔进料泵（P-703）送至乙烷塔（C-702）进料，从C-702顶出来的气相馏分，经乙烷塔顶冷凝器（E-706/1.2）冷凝至约39℃后进入乙烷塔回流罐（D-703），不凝气（主要是C2馏分）经D-703顶压控阀排出进入工厂燃料系统作燃料或去裂解吸收稳定部分，进一步回收其中的C3馏分，D-703中液体经乙烷塔回流泵（P-704）抽出作为C-702顶回流，C-702底部液体经调节阀进入丙烯塔（C-703），C-703顶汽相馏分进入丙烯塔（C-704）底部，C-704顶的气相馏分经丙烯塔顶冷凝气（E-707/1-4）冷凝至47℃的饱和液体后进入丙烯塔回流罐（D-704），D-704中的液体用丙烯塔回流泵（P-705）抽出，一路作为C-704顶回流，另一路经丙烯产品冷却器（E-708）冷却至40℃作为丙烯产品出装置。C-703底液相馏分用丙烷产品泵（P-708）升压或走线利用自压，经丙烷产品冷却器（E-709）跨冷却至40℃后作为丙烷产品出装置。C-701底液相馏分经碳四产品冷却器（E-710/1.2）冷却至40℃后作为碳四产品出装置。
丙烷塔、乙烷塔和丙烯塔的各冷凝、冷却器均用32℃的循环水冷却，各塔底的重沸器E-702、E-703、E-704均用0.35MPa的蒸汽加热，排除的凝结水经各塔底的凝结水罐送至凝结水总罐（D-708），汇集裂解和双脱部分来的凝结水后，用凝结水泵（P-709）送往热工处理后回收利用。
气分系统中的主要设备工艺条件如下：
在气分系统中的主要危险点的工艺参考与监控要点如下：
气分E-707：压力〈1.75MPa 温度 30-35℃，本体、管线、阀门等有无泄露；丙烯爆炸极限 2.0-11.1% 操作时防止冻伤和爆炸；可燃性气体报警仪是否完好、消防设施是否完好。
液化气泵（P-704）：出口压力 2.4-2.8MPa 温度30-35℃；泵体、管线、阀门等有无泄露，泵运行是否正常，润滑油油箱液面、油质情况，操作时防止冻伤和爆炸；可燃性气体报警仪是否完好，消防设施是否完好。 2.8工艺的危险性
2.8.1重要工艺指标极其危险性
提升管出口温度 指标：520-545℃，反应温度是反应深度的重要标志，正常通过调节反应温度来改变产品分布、反应温度高、反应深度大，气体产率大；但反应温度过高会引起反应深度过大，使生焦增大，再生器温度容易超温，若注风量不足，会引起碳堆积，造成事故；若反应温度过低，原料油中的重组分不能完全汽化，会引起待生催化剂带油，引发事故。
预混合烧焦管压降 指标：0.05-0.015Mpa，为了提高装置的效果，本装置的再生器采用了烧焦管+床层的形式，因而烧焦管的烧焦效果好坏对催化剂再生影响较大，而预混合烧焦管压降对烧焦管烧焦影响较大，提高预混合烧焦管压降，可提高预混合烧焦管烧焦效果，但预混合烧焦管压降过大，会引起烧焦管噎噻，
主风机出口压力超高，造成主风机飞动。两器催化剂循环中断，反应切断进料。
再生器压力 指标：0.08-0.12Mpa，再生压力决定了再生烟气中的氧气分压，它是焦炭燃烧速度、催化剂循环量、两器差压的重要因素。再生压力高，焦炭燃烧速度快，再生剂推动力大。再生压力由双动滑阀开度调节。若再生压力过高，会影响催化剂循环，引起主风机出口压力过高，造成主风机飞动，若再生压力过低，影响催化剂循环，严重时会造成催化剂倒流，造成事故。
余热锅炉上汽包液位 指标：30-70% ，为了余热锅炉的正常运行，必须保证余锅上汽包液位正常，若汽包液位过高，会引起蒸汽带水，严重时会造成蒸汽管线打水击；若水位过低，易造成锅炉干锅，出现干锅时，必须停炉，若继续上水，会造成余锅爆管，形成爆炸事故。 2.8.2工艺过程中的危险性
主要设备的危险性及监控：
反应器、再生器是裂解装置关键设备，其内装有高温催化剂，充满易燃易爆和高温的烃类油气。若再生器床层稀密相严重超温，处理不当或不及时，将会损坏催化剂和设备，若因操作失误，将导致催化剂倒流，大量空气进入反应器，甚至造成火灾爆炸事故。
加热炉、辅助燃烧室是装置重要设备。（辅助燃烧室只是在开工过程中使用，其炉膛温度控制在≯950℃高温），假如炉炉膛温度≯800℃，操作温度在300-400℃之间，炉管由于长期高温作用，腐蚀冲刷、局部过热，过高的油渣线速，极易导致炉管减薄穿孔，引起火灾或爆炸。如因事故熄火，瓦斯在烟道中聚集极易发生爆炸事故。在开工点炉过程中，如操作程序错误或处理不当也易发生爆炸事故。加热炉火源也是装置唯一明火点，如某一部位大量油气泄露，扩散至炉区将发生恶性爆炸事故。
裂解系统锅炉是利用裂解再生器产生的高温混合烟气，依次经过过热器→蒸发器→省煤器→烟囱，它主要是利用高温烟气（620-680℃）与各受热面管内介质进行对流换热，使水蒸气汽化，最终在过热段生成415℃，3.82MPa高温高压的过热蒸汽，加强对余锅设备维护保养使其正常运行，严防超温超压、满水缺水等事故发生。
原料油经裂解反应后，其反应产物就要经过容器进行油气分离，油气分离器
液位的控制就非常重要，液位过高则导致反应系统憋压，而且气压机入口富气带油会损坏气压机，甚至有爆炸危险；液位过低，将引起稳定系统操作波动。
双脱胺液脱除干气、液化气中硫化氢之后，经再生后循环使用，这样从再生塔顶出来的酸性水、酸性气就带有大量的硫化氢，实际操作中要严加注意，硫化氢对人体有很大危害，若容器管线、阀门泄露，超过允许浓度范围，都将发生人体中毒事故。
气分装置是以液化气为原料，最高操作压力为3.2MPa，生产以丙烯为目的产品的装置，容器、冷换设备、机泵、阀门、管线泄露都将造成大量气体泄露，如遇火星或明火就会发生燃烧或爆炸。
裂解车间关键生产装置及重点生产部位危险区域分布图
催化裂解关键生产装置三级监控网络图
2.8.3工艺介质的危险性
干气：干气主要是各种气态烃，经分离可得乙烯、丙烯、丁二烯、异戊二烯、环戊二烯等，其主要有害物质为烷烃、环烷烃、烯烃、芳烃、硫醇、硫醚等。中毒主要表现为共剂失调和乏力，偶尔可出现抽搐现象，长期吸入者主要引起神衰症侯群、植物神经功能紊乱，以抑制过程占优势。
液化气：主要成分为丙烷、丙烯、丁烷、丁烯等。 闪点：-74℃ 自然点：426-537℃ 最小引燃能量为0.25MJ 爆炸极限；2.0-11（v%） 属甲类火灾危险物质，具有轻度麻醉作用。
汽油：相对密度：0.67-0.71（液体） 3-4（气体） 熔点〈-60℃ 沸点 40-200℃ 闪点：-50℃ 爆炸极限：1.3-6.0%（v%） 自燃点：415-530℃ 属甲B类火灾危险物质，低毒类麻醉性毒物，能使中枢神经系统机能紊乱，低浓度引起条件反射的改变，高浓度引起呼吸中枢麻痹，重浓度引起意识突然丧失，呼
吸停止而死亡。
硫化氢：分子量 34.08 相对密度 1.189（气体） 熔点 -83.8℃ 沸点 –60.2℃ 蒸汽压 101.3Kpa（60.4℃） 506.5Kpa（-22.3℃）2026.1Kpa（25.5℃） 4052.3Kpa（55.8℃） 6078.5Kpa（76.3 ℃）爆炸极限 4.3-46% 自然点 260℃ 车间空气最高容许浓度 10mg/m3硫化氢为无色气体，有臭鸡蛋味，溶于水和乙醇、汽油、煤油、原油，溶于水后生成硫化氢，化学性质不稳定。硫化氢是强烈的神经毒物，对黏膜有明显刺激作用，硫化氢经呼吸道吸收很快，在血中一部分很快被氧化为无毒的硫酸盐和硫代硫酸盐等经尿排出，一部分游离的硫化氢经肺排出，体内无蓄积作用。目前认为硫化氢的全身作用是通过与细胞色素氧化酶及这一类酶中的二硫键起作用，影响细胞氧化过程，造成组织缺氧。高浓度可直接麻痹呼吸中枢而立即引起窒息，造成“电击式”中毒。
易造成人体烫伤的催化剂、油品（油浆），蒸汽等高温介质，以及易灼伤人体的碱液。如果油浆大量泄露，将会出现浓重烟气，着火燃烧。油浆在本装置存在于裂解分馏E207、E208、P207、P208、P209及管线之中。
丙烯： 组成 C3H6〉99.9% C3H8〈1% （v） 含水〈100ppm 总硫〈20ppm 分子量 42.08 相对密度 0.5139（液体） 1.46（0℃气体）熔点 –185.2℃ 沸点 –47.7℃ 闪点 -108℃ 爆炸极限 2.0-11.1%
丙烷： 分子量44.10 相对密度 0.531（0℃液体） 1.56（气体）熔点 -189.9℃ 沸点 -42.5℃ 闪点 -105℃ 爆炸极限 2.2-9.5% 丙烯、丙烷存在于气分系统区域，属甲类火灾危险物质，具有轻度麻醉和刺激作用。 2.9装置生产安全措施
装置生产安全操作要点：
⑴ 对反-再高温部位每天进行检查，发现隐患及时消除，防止高温催化剂和油气泄露，特别防止反-再系统油气倒窜。
⑵ 热锅炉生产中要搞好平稳操作，特别注意液位和压力参数的变化， 加热对锅炉本体及安全附件的检查
⑶ 正常操作时，反应置换催化剂过程中，应控制卸剂速度，防止大型加、卸料线、废催化剂罐超温，同时应防止再生器发生二次燃烧
⑷ 双脱区域注意H2S泄露，一旦发现理解汇报调度，进入危险区人员戴防
毒面具，停胺液再生塔重沸器热源，并关酸性气出装置阀，残余H2S放火柜泻压。H2S气体采样时戴防毒面具，作业人员站在上风向，一人作业，一人监护。气体分馏岗位在操作中，应防止设备超温超压。
⑸ 主风机、气压机要定期检查润滑油质量，严防超电流、超转速运行 ⑹ 保证加热炉的“三门一板”灵活好用，保持炉膛负压1-3mm水柱，防止炉火扑管或外喷伤人，炉火熄灭重新点炉时，一定要用蒸汽赶尽炉内瓦斯，防止火灾爆炸事故发生。
⑺ 冷换设备的投用应按程序操作，关闭排凝后先开进出口阀后关付线阀；先开冷流，后开热流；停用时，先停热流，后停冷流，先开付线阀，后开进出口阀。
⑻ 瓦斯凝缩油不允许排入下水系统，用气体压送方式密闭回收。严禁各种汽油向下水道排放。向放火柜放空必须先向调度汇报。
⑼保持机泵“三态”，备用机泵定期盘车，冷却水畅通，热油泵处于热态，封油线贯通。
⑽CS操作室必须保持清洁，保持室内气温的稳定，防止气温超高。紧急事故的处理原则：
一 、当装置发生事故，虽经努力不能维持安全运行时，应迅速降量处理，若降量后，仍不见效果，则应切断进料，作紧急停工处理。所谓紧急停工，是指反应提升管切断进料，维持两器或单器流化；分馏维持油浆、二中、原料油三路循环，稳定维持三塔循环，双脱维持胺液、碱液循环，气分维持单塔循环，紧急停工后，视当时情况，重新组织生产，若装置无法恢复时，则按正常停工处理。
二 、装置发生下列事故，需紧急停工处理：全装置停水、电、汽、风，短期无法恢复时；DCS故障，短期无法恢复，操作无法进行时；设备严重故障危及安全生产或发生火灾、爆炸事故时；主风中断时；两器流化失常，催化剂循环中断或倒流；反应温度小于450℃，采取措施后仍有继续下降趋势时。
三、在任何情况下处理紧急事故都必须遵循下列原则：1、在处理事故时，两器催化剂藏量不得互相压空，防止空气和油气互窜造成超压甚至爆炸事故，必要时，两器可相互隔离，实行单器流化。2、在提升管切断进料之前，一般情况下提升管出口温度不得低于450℃，以防再生器冒黄烟，当反应温度降至450℃
时，应及时降量，若温度继续下降，则需切断进料。3、切断进料后，再生温度下降至370℃之前，在有主风情况下，应及时喷燃烧油，若燃烧油喷不着，则必须卸出系统内催化剂，当温度低于250℃时，应停止各路注汽，防止催化剂和泥。
4、在两器保持催化剂循环的情况下，必须保持分馏塔底油浆循环，防止油浆泵抽空，若油浆循环长期中断，则应将反应器内催化剂尽量转入再生器，切断两器催化剂循环，维持单器流化。5、主风自保投用后，应立即去现场关闭2个焦化蜡油喷嘴和4个原料油喷嘴器壁阀并检查各自保阀动作情况，若无动作应迅速打开或关闭有关阀门。6、在任何情况下，不合格的液化气、汽油不得送往双脱部分。
四、下列手段平时必须良好备用状态
1、压机入口放火炬线。2、油浆紧急放空出装置线。3、催化剂大型卸料线。
4、开工循环线。5、事故旁通线。6、不合格产品线。7、装置自保系统。8、燃料油线。9、余锅旁路。
2.10控制参数异常事故处理预案
在整个工艺过程中很好的控制温度及其压力是相当重要的，温度或压力超过一定的范围就会使影响生产使生产停滞、甚至发生重大伤亡事故。因此建立了以下针对温度及压力波动预案。
反应温度大幅度波动
现象：Tic101A、Tic101B显示的反应温度大幅度变化
危害性：温度过低会造成待生催化剂带油，严重时再生烟气大烟囱冒黄烟甚至着火。
原因：①原料油、回炼油、油浆流控表失灵，或机泵发生故障，使总进料量发生变化，造成反应温度大幅度波动。②因主风、两器压差、松动风压力、汽提蒸汽、提升管中部注汽等大幅度变化，引起催化剂循环量大幅度变化。③原料油带水，或轻组分过多，造成反应温度急剧下降。④由于F201火嘴燃烧情况、燃烧性质变化造成炉出口温度大幅度变化，引起反应温度波动。⑤反应器、再生器压力大幅度波动。⑥再生器流化质量恶化，脱气罐流化不佳，引起下料不畅。⑦仪表故障。
处理方法：①原料油、回炼油、油浆流控表失灵时，应及时改为手动控制，
或者走付线控制，维持进料量平稳。；若机泵故障，应立即切换至备用泵，并联系调度予以处理。②当主风、差压、汽提蒸汽中部蒸汽等变化时，应迅速调整，消除波动原因，维持两器藏量，压力的平稳。③判断为原料油带水时，按原料油带水操作要求来进行。④调整加热炉负荷及燃烧状况，并联系各岗位保持瓦斯管网压力、性质的平稳。⑤适当调整主风总量及各段主风、流化风的分配，改善再生器及脱气罐流化状况。⑥在反应温度持续下降时，除相应提反应温度外，还可适当降量。⑦仪表故障时，应及时联系仪表工处理。
两器差压大幅度变化
现象：两器差压PDI115出现大幅度变化，同时反应压力或再生压力出现大幅度变化。
危害性：易造成两器催化剂互窜，严重时会造成爆炸事故。
原因：①再生器双动滑阀失灵，导致再生压力波动②反应压力大幅度波动③仪表故障
处理：催化裂解的控制方案中，两器差压不是一项主要参数，它的反应压力、再生压力均为单独控制，两器差压对催化剂循环量、两器的流化等均直接相关，影响较大，所以操作中必须对其密切注视，严防差压超出指标。①若再生器压力波动，应按再生压力控制方法迅速查明原因，予以处理。双动滑阀故障应及时派专人处理。②若反应压力波动，按反应压力大幅度变化来处理，迅速使压力平稳③仪表失灵，应及时予以处理④在处理过程中，密切注视反应器藏量，汽提段压降，脱气罐料位的变化情况，两器之间不得互相压空，若无法维持，应启用自保系统。
. 安庆石化炼油厂工艺流程及其危险性分析
2.1 安庆石化炼油厂概况
安庆石化总厂炼油厂是安庆石化总厂的主要生产厂，74年始建，76年建成投产，82年通过国家验收，89年被批准为国家二级企业。炼油厂现有原油加工能力400万吨/年，拥有固定资产原值17.08亿元，职工近2000人。
炼油厂位于石化一路，南与化肥厂、机械厂相接。北与腈纶公司相邻。厂区铁路专用线与合九铁路相接。8公里长输管线连接港贮公司。原油进厂为水路运输，由长江经总厂港贮公司码头输送进厂；产品出厂形成水路、公路、铁路三者并存的格局。
炼油厂现有主辅生产装置36套，其中包括300万吨/年、100万吨/年常减压装置各一套；120万吨/年催化裂化装置；30万吨/年芳烃抽提装置；10万吨/年第一套气体分馏装置；40万吨/年催化裂解、20万吨/年液化气脱硫醇、20万吨/年液化气脱硫、12万吨/年汽油脱硫醇、5万吨/年干气脱硫、20万吨/年气体分馏等6套装置组成的国内第一套大型联合装置；50万吨/年、70万吨/年延长焦化装置各一套；20万吨/年第一套低压加氢精制装置；40万吨/年第二套中压加氢精制装置，2.5万吨/年的聚丙烯装置，15万吨/年催化重整装置等。此外，还有与常减压装置、催化裂化装置相配套的电化学精制、气体脱硫、催化汽油与液态烃脱硫等装置。“三废”处理环保设施有0.5万吨/年和2万吨/年的脱硫回收装置各一套，以及年处理能力为40万吨的两套污水汽提装置和一个污水处理场。配套设施有14个油品和气体罐区，一个火车发油站，以及相应的供气、供水、供电、供风系统。主要产品有汽油、柴油、石脑油、液化石油气、石油焦、工业硫磺、聚丙烯等二十二个品种。其中90#车用汽油、0#轻柴油、石脑油、“A”燃料油等9种产品被评为部优产品，石油焦等15种产品被评为安徽省优质产品。1997年炼油厂主导产品90#车用汽油、0#轻柴油获安徽省名牌产品称号。并选入“中国名牌商品库”。无铅汽油、0#柴油、石脑油、“A”燃料油、工业硫磺、石油焦等产品已进入国际市场，远销日本、美国、法国等十几个国家和地区。
安庆石化总厂炼油厂厂区生产范围，按集团公司关键部位危险点划分规定，全厂主要危险点144个，催化裂化、催化裂解和贮运车间 罐区为省一级要害部位。同时还有省二级、三级要害部位，全厂各生产装置和油品贮运区域均被
定为重点防火区域。
石油化工生产的特点 （1）生产装置大型化。
（2）生产过程具有高度的连续性。 （3）工艺过程和辅助系统庞大复杂。 （4）生产过程自动化程度高。 （5）生产过程危险性大 2.2催化裂解装置及原理
催化裂解车间是世界上首套以重质油为原料，生产气体轻烯烃的工业生产装置车间由40万吨/年催化裂解装置，20万吨/年液化气脱硫装置，20万吨/年液化气脱硫醇装置，12万吨/年汽油脱硫醇装置，5万吨/年干气脱硫装置，20万吨/年气体分馏装置组成。装置于1995年投产，经两次大修改造后。现处理能力达65万吨/年。关键设备有加热炉、反应器、再生器、分馏塔、丙烯塔C-703、丙烯塔C704等共39台。
催化裂解工艺是在催化工艺基础上发展起来的石油炼制新工艺，其目的产品是丙系烯，因此在反应过程中控制氢转移反应以控制烯烃饱和，而且高的反应温度及低的催化剂活性对氢转移反应不利，同时裂解反映同属于平行-顺序反应，增加放映深度及反应时间有利于中间产物的进一步裂化，提高丙烯收率。此外，在裂解过程中催化剂的使用也相当重要，选用好催化剂，才能多产生焦及低分子化合物，减少生焦，尽可能少消耗烯烃多产出丙烯。 2.3反应、再生部分
催化裂解反应温度为510-540℃，反应压力为0.07-0.10MPa。其反应是以催化反应为主，反应热较大，需要7-10的剂油比。为了降低油气分压，需在反应器内通入25%（相对总进料）的水蒸气。催化裂解原则工艺流程与催化裂化基本相似。
1.原料预热系统
裂解主要原料为直馏蜡油，新鲜原料由装置外送入原料油缓冲罐D-203，用泵P-201从D-203抽出。首先进原料——油浆换热器E-201/1-4换热至300℃左右，分两路进原料加热炉F-201升温至≯380℃后，随雾化蒸汽进入喷嘴，
进料喷嘴共四个，对称分布。 2.反应系统
反应进料与来自再生器的约700℃高温催化剂接触，在提升管内立即汽化并反应，反应油气、注入的水蒸气与未转化的原料油携带催化剂经过分布板一并进入流化床反应器进一步反应。与此同时，在催化剂上沉积一部分芳烃缩合物——焦炭。携带催化剂的反应油气经四组两级旋风分离器分离，分离出的油气去分馏塔，回收下来的积存有焦炭的催化剂经料腿流入反应器床层下部。然后经过汽提段，用过热水蒸汽进行汽提，脱去夹带油气的待生催化剂经斜管流入烧焦管。反应压力由气体压缩机（K-301）入口管线上的压力调节器控制。
正常操作时，压力控制为0.07-0.10MPa。非正常情况下，可用入口放火炬阀控制。反应温度由再生斜管单动滑阀开度控制，正常操作时，反应床层温度控制为510-540℃。 3.再生系统
来自汽提段的待生催化剂，与经循环斜管自再生器来的约700℃高温催化剂混合，以提高再生起始温度，一般控制在600℃以上。混合物的催化剂在烧焦管内烧焦（约50%的焦炭）。烧焦空气由主风机（K-101）供给，经辅助燃烧室（F-101），预混合烧焦管提升待生及再生催化剂与烧焦产生的烟气并流向上，进入再生器床层，根据需要，灵活通入部分新鲜空气用以进一步少掉残存的焦炭。在再生器稀相床层中，烟气携带的催化剂大量沉积下来。未沉降的催化剂与烟气一起进入五组两级旋风分离器。分离出的烟气进入外集气室，通过再生器顶部双动滑阀，然后进入余热锅炉发生中压蒸汽，使烟气温度降至200-240℃去烟囱放空。分离出的催化剂返回再生器密相床，再生后催化剂进入外脱气罐，脱去催化剂携带的烟气，然后经再生斜管进入提升管反应器。
再生器压力由再生器顶部双动滑阀控制，正常操作时，压力控制在0.1-0.14MPa，温度为700℃。
上述工艺过程中的主要操作条件如下：
石油化工企业的生产过程中压力的平衡相当重要，压力不平衡，产生超压或负压状况时就有可能发生物料流动停止、倒流，损坏设备，甚至导致恶性爆炸事故的发生。因此在反再的工艺过程中需保持以下的压力平衡：
反—再工艺压力平衡
反再过程中的有以下主要的危险点：
反应器再生器：内部装有高温催化剂，充满易燃易爆的高温烃类油气。若再生器床层稀密相严重超温，处理不当或不及时，将会损坏催化剂和设备，若因操作失误，将导致催化剂倒流，大量空气进入反应器，甚至造成火灾爆炸事故。
提升管：提升管出口温度应控制在520℃-545℃。反应温度过高会引起反应深度过大，使生焦增大，再生器温度容易超温，若注风量不足，会引起碳堆积造成事故，若反应温度过低，原料油中的重组分不能完全汽化，会引起待生催化剂带油，引发事故。
预混合烧焦管：提高预混合烧焦管压降，可提高预混合烧焦管烧焦效果，但预混合烧焦管压降过大，会引起烧焦管噎噻，主风机压力超高，造成主风机飞动，两路催化剂循环中断。反应切断进料。
加热炉：加热炉炉膛温控≯800℃，操作温度300℃-400℃之间。炉管由于长期高温作用，腐蚀冲刷、局部过热。过高的油气线速，极易导致炉管减薄穿孔，引起火灾或爆炸。如因事故熄火，瓦斯在烟道中聚焦极易发生爆炸。在开工点炉过程中，如操作程序错误或处理不当也易发生爆炸事故。加热炉火源也是装置唯一明火点，如某一部位大量油气泄露，扩散至炉区将发生恶性爆炸事故。
余热锅炉：主要是利用高温烟气与各受热面管内介质进行对流换热使水蒸气汽化，最终形成高温高压蒸汽。余热锅炉超温超压、满水缺水等等都可以引发恶性事故。 2.4分馏部分
来自反应器的油气进入分馏塔（C-201）下部。分馏塔共有3层舌型塔板，底部设有8层冷却洗涤用的人字挡板。经分离后塔顶得到裂解气体、粗汽油、侧线抽出裂解轻油，塔底为裂解重油（油浆）。为了提供足够的内回流和使塔的负荷比较均匀，分馏塔分别建立了四个循环回流。
塔顶温度为110℃，压力为0.04-0.06MPa，分馏塔顶油气先经分馏塔顶前冷器（E-203/1-4）冷至80℃，进入分馏塔顶回流罐（D-201），冷凝的液体经分馏塔顶回流泵（P-203）抽出，大部分作为分馏塔顶冷回流送入分馏塔第30层塔板，另一部分与D-201中未冷凝的气体一起进入分馏塔顶后冷器（E-204/1-5）冷至40℃后进入塔顶油气分离器（D-202）。在D-202中分离出的粗汽油用粗汽油泵（P-202）送至吸收塔。分出的富气进入气体压缩机，经压缩冷却，再经吸收脱吸，脱硫及气体分馏等过程，将C3、C4等气体产物进行分离回收，得到所需化工原料或民用燃料。D-201、D-202分出的含硫污水排至含硫污水处理系统。
裂解轻油和贫吸收油（温度155-160℃）自分馏塔第18层板自流入轻油汽提塔（C-202），经水蒸气汽提后用轻柴油泵（P-204）抽出，经贫吸收油-富吸收油换热器（E-202/1.2），然后再进贫吸收油冷却器（E-204/1.2）冷却至40℃，绝大部分作为贫吸收油送至吸收稳定部分，少部分为裂解轻油送出装置作轻柴油调合组分。富吸收油在E-202中换热升温至100-130℃返回分馏塔第21层塔板。
第一中断回流由分馏塔（C-201）第16层塔板，用第一中断回流泵（P-205）抽出送至脱吸塔（C-302）做塔底重沸器（E-301）的热源，然后进第一中断回流冷却器（E-206/1.2）用循环水冷却至150℃返回分馏塔（C-201）第18层塔板。
第二中断回流（包括回炼油）由分馏塔（C-201）第二层塔板自流入回炼油罐（D-204），温度为330℃，然后用第二中断回流泵（P-206）抽出，分三路，一路作为第二中断循环回流，做稳定塔（C-304）底重沸器（E-304）的热源，然后返回分馏塔（C-201）第五层塔板，另一路作为内回流返回分馏塔第二层塔板上，再一路为回炼油在原料加热炉（F-201）对流室出口与原料油汇合一并进入辐射室，加热至330-380℃进入提升管进料喷嘴。
循环油浆经油浆泵（P-207/1-3）从C-201底部抽出后，先与原料-油浆换热器（E-201/1-4）换热，再经循环油浆冷却器（E-207）冷却至275℃后，一部分返回C-201人字挡板上部，另一部分返回人字挡板下部。少部分送至油浆冷却器（E-208）冷至90-100℃作为裂解重油送出装置。在设计中亦考虑了油浆回炼，以满足反应、再生热平衡。尽量做到再生器不打燃烧油，使两器达到自身热平衡。
在上述整个分馏过程中，分馏装置是重点设备，因此分馏塔的各项操作条件相当重要。具体如下表：
分馏过程中存在大量的危险性，对此过程中的重要危险设备的工艺参数的监控，原料油经裂解反应后，其反应产物就要经过容器进行油气分离油气分离器液位的控制非常重要。液位过高会导致反应系统增压，而且气压机入口富气带油会损坏气压机，甚至有爆炸危险，液位过低，将引起稳定系统操作波动。
原料油油浆换热器：定期对原料油-油浆换热器进行巡检。看其介质温度、压力是否超高，设备、管线、阀门等有无泄露，保温是否完好，消防设施是否完
好。
在分馏的过程中，油浆泵相当重要。油浆泵出口压力为1.0-1.2MPa。温度为330-350℃，电流120-130A，定期检查泵出入口位置是否正确；备用泵有无预热；泵管线，阀门等有无泄露，油箱冷却与投用情况；封油压力，温度是否正常；润滑油油箱液面、油质情况，下水道、排污口是否畅通；消防设施是否完好。 2.5 气体压缩机和吸收稳定部分
1．气压缩及冷却系统
从分馏部分D-202来的富气被气体压缩机K-301两段加压到1.5MPa。富气经一段压缩后压力为0.32 MPa，温度为110℃。为防止气体在冷却器形成胺盐结晶和硫腐蚀，为此，在冷却前注入洗涤水。气体经冷却后（温度为40℃）进入气压机一级出口中间凝液罐（D-303）把凝缩油、水和不凝气分离，然后不凝气进入第二压缩，压力升至1.4 MPa温度约为115℃。送至气压机出口前冷器（E-305/1.2）前与从脱吸塔（C-302）来的脱吸气混合送入E-305/1.2冷却至50℃，与用吸收塔底泵（P-307）送来的饱和吸收油混合进入压缩机出口后冷器（E-306/1.2）冷至40℃进入气压机出口油气分离器（D-301），在D-301分离罐中把凝缩油和不凝气分离，然后分别去脱吸塔、吸收塔。为了防止氮化物、硫化物对后面设备的腐蚀，在E-305/1.2前后注入软化水洗涤，污水从D-301排至含硫污水脱油脱气罐。
2．收脱吸系统
吸收塔顶操作压力1.3MPa，从D-301来的压缩富气进入吸收塔（C-301）底部，自下而上逆流与来自D-202粗汽油和从补充吸收剂泵（P-304）送来的稳定汽油（补充吸收剂）逆流接触。气体中的C3及C3以上的组分被吸收，剩下含有少量吸收剂的气体（贫气）离开塔顶去再吸收塔（C-303）。
为了取走吸收时放出的热量，在吸收塔用P-302/1-4分别抽出四个中断回流经冷却器（E-307/1-4）冷却后再返回吸收塔。
在D-301中平衡汽化得到的凝缩油经泵（P-301）抽出经脱吸塔进料-汽油换热器换热至70℃进入脱吸塔（C-302）顶部，脱吸塔顶操作压力1.5MPa，温度71℃，脱吸塔底部由脱吸塔底重沸器（E-301）提供热量用分馏部分第一中断回流作热载体。以脱除吸收C2组分，脱乙烷汽油送至稳定系统。
贫气从C-301顶出来进入C-303，操作压力为1.22MPa。与从分馏部分来的贫吸收油（轻柴油）逆流接触，以脱除气体中夹带的轻汽油组分。吸收后的气体（干气）送至脱硫装置，富吸收油则靠C-303的压力自流到E-202/1.2与贫吸收油换热后，再返回分馏塔（C-201）进行蒸脱。
3．汽油稳定系统
脱乙烷汽油从脱吸塔底出来，用稳定塔进料泵送至稳定塔进料换热器（E-302/1.2）和脱丁烷汽油换热后进入稳定塔（C-304）。塔的操作压力1.27MPa，顶温59℃左右，丁烷和更轻的组分从塔顶馏出，经过塔顶冷凝冷却器（E-308/1-4）冷却后进入回流罐（D-302），液体产品-液化气用稳定塔顶回流泵P-305升压，大部分作为C-304的回流，另一部分作为化工原料送至脱硫装置。脱丁烷汽油自塔底靠本身压力依次进入E-303/1.2、E-302/1.2，换热后进入稳定汽油冷却器（E-309/1.2），被冷到40℃。一部分作为补充吸收剂，用泵P-304压送至吸收塔，期于部分送往脱硫装置。稳定塔底重沸器（E-304）的热源，来自分馏部分第二中断回流，为稳定塔提供热量。
在整个的吸收稳定部分中有脱吸塔、稳定塔、再生器等重要设备。很好的控制这些设备在生产工艺过程中的各种数据相当重要，具体如下：
稳定吸收的过程中对液化气冷凝气的监控相当重要，该装置具体工艺参数及监控要点是：压力 1.05-1.15 MPa、 温度 30-45℃，设备管线、阀门等有无泄露；可燃性气体报警仪是否完好，操作时防止冻伤、防止爆炸，消防设施是否完好。
2.6气、液化气脱硫
1．干气脱硫系统
来自催化裂解装置的干气，先进入稳定干气分液罐（D-401），在罐内除去携带的重烃，然后进入干气脱硫塔（C-401）的下部。在塔内干气自下而上流动，在通过每层塔盘处与从塔上部流下的贫胺液逆流接触进行传质，干气中的酸性物质H2S、CO2被胺液吸收，使干气逐渐被净化，最后干气通过塔顶部的升气管进入溶剂分离段，将携带的胺溶液进行自然分离，净化干气从塔顶出来进入净化干气分液罐（D401/1）以进一步除去携带的胺液后去全厂燃料气系统。
2．液化气脱硫
由裂解装置拉的含有H2S的稳定液化气进入液化气脱硫原料罐（D-402），用液化气脱硫进料泵（P-403）抽出升压进入液化气脱硫塔（C-402）下部与塔上部下来的贫胺液逆流接触，液化气中的H2S被胺液吸收使液化气得到净化，净化液化气在塔上部分离出携带的溶剂后靠自压进入液化气脱硫醇部分。
3．溶剂再生系统
从干气脱硫塔C-401和液化气脱硫塔C-402底部流出的富胺液，溶解了少量轻烃，经塔底液位控制阀减压后进入富液闪蒸罐（D-403），在低压下闪蒸出溶解的轻烃，经压控阀去全厂火炬系统。闪蒸后的富液泵（P-402）抽出经贫富液换热器（E-401）与从溶剂再生塔（C-403）底来的高温贫胺液换热，富液经换热升温后进入溶剂再生塔（C-403）上部，C-403是富胺液解吸塔，塔底温度约121℃，塔顶压力约0.1MPa，解吸所需热量由再生塔底重沸（E-404）提供热源，所用蒸汽是经减压减温到0.3 MPa、143℃的低压蒸汽。进入再生塔的胺液自上而下流动，随温度升高而分解放出酸性气（H2S和CO2）同时使溶液得到再生，再生后的贫胺液从塔底流出，先与富液换热，然后进到贫液冷却器（E-402）用水冷却至40℃后进入溶剂贮罐（D-404）中贮存。解吸出来的酸性气体从再生塔顶逸出经再生塔冷凝器（E-403）冷凝后进到再生塔顶回流罐（D-405），罐内的冷凝
液体通过再生塔顶回流泵（P-404）抽出做C-403塔顶回流，以控制塔顶温度，回流罐内的酸性气体经压力控制阀去硫磺回收装置。溶剂贮罐（D-404）内的贫胺液用干气脱硫贫液泵（P-401）和液化气脱硫贫液泵（P-405）抽出升压后分别泵入C-401和C-402上部做干气、液化气脱硫溶剂，另外，根据稳定液化气含酸气量的情况，液化气脱硫所用贫液也可先与液化气一起经静态混合器（M-401）混合脱除酸性气后进塔，此时脱硫塔（C-402）将起到净化液化气与胺液沉降器分离作用。为了防止溶剂发泡，对在进入气体吸收塔C-401和C402前的贫液都设有阻泡剂罐（D-410/1.2）。
装置内的凝结水收集在蒸汽汽液分离罐（D-407）中，凝结水自压至气分装置凝结水罐（D-708）。
装置内设有溶剂补充系数，将桶装醇胺液加至溶剂配制回收罐（D-414）中，用溶剂配制回收泵（P-406）抽送或用非净化风压送至溶剂贮罐（D-404）中。
装置内设有溶剂回收系统，由于装置停工时系统内会残余少量溶剂，须自压进入溶剂配制回收罐（D-414）中，然后用溶剂配制回收泵抽送或用非净化风压送至溶剂贮罐（D-404）中。
4．汽油脱硫醇部分
由催化裂解来的稳定汽油分两路进入汽油预碱液混合器（M-501/1.2）与循环碱液混合后一起进入汽油预碱洗分离罐（D-501）经沉降分离出碱液后汽油从罐顶溢出进入汽油脱硫醇抽提塔（C-501）下部，自下而上与塔顶流下的含催化剂碱液在装有FG格栅填料的填料层中逆向接触，汽油中的硫醇与碱反应生成溶于碱液的硫醇钠盐，含盐碱渣从塔底流出经汽油脱硫醇碱液加热器(E-501)用低压蒸汽加热至60℃左右进入碱液氧化混合器（M-502）与进入混合器的空气充分混合，然后进入碱液氧化塔（C-502），在催化剂作用下，空气中的氧与硫醇钠反应生成不溶于碱液的二硫化物，同时碱液得以再生，二硫化物随碱液一起从C-502顶部流出进到汽油抽提碱液分离罐（D-502），碱液由汽油抽提碱液循环泵（P-501）抽出泵入C-501上部循环使用。D-502中的二硫化物定期用二硫化物泵（P-504）送入装置，D-502中的废气经压控阀送往全厂火炬系统。
经抽提后的汽油从C-501顶部流出与来自混合氧化碱液循环泵（P-502）的循环碱液和空气一起进入混合氧化混合器（M-503），混合进入混合氧化塔
（C-503），汽油中尚未脱除的硫醇在塔内继续被氧化成二硫化物，然后从塔顶流出进入氧化碱液分离罐（D-503）中沉降分离，罐底碱液由P-502抽出循环使用，废气排入全厂火炬系统，精制汽油由罐顶进入汽油砂滤塔（C-504）自上而下通过砂滤层，除掉其杂质及破乳后进入精制汽油碱液分离罐（D-508）中，然后由精制汽油泵（P-503）抽出经加入一定量的防胶剂和防腐剂后送出装置去罐区。罐底分离出的少量碱液定期经P-502送出装置或泵入C-503中循环使用。
碱液配制：由系统来的30%碱液进到碱液贮罐（D-506/2.3），然后向罐内加入软化水，通过补充新鲜碱液泵（P-509）进行循环配制成10%（重）的碱液，将10%碱液定期用泵向汽油预碱洗分离罐（D-501）和液化气预碱洗分离罐（D-601）中进行补碱。
含催化剂碱液配制：通过P-509将一定量的10%新鲜碱液泵入催化剂碱液配制罐（D-507）向罐内加入适量催化剂后通风搅拌，并用催化剂碱液配制泵（P-507）从D-507中将碱液抽出进行自循环，最后用P-507将含催化剂碱液泵入D-506/2中，需要时通过含催化剂碱液泵（P-509）定期向汽油抽提碱液分离罐（D-502）、汽油混合氧化碱液分离罐（D-503）中和液化器抽提碱液分离罐（D-602）中补充碱液。
防胶剂配制：将适量防胶剂倒入防胶剂配制罐（D-504）后通入精制汽油溶解，经防胶剂配制泵（P-505）抽出送入防胶剂计量罐（D-505/1.2）中贮存，使用时通过防胶剂注入泵（P-506）抽出注入到精制汽油中。
5．液化气脱硫醇部分
从液化气脱硫塔C-402顶来的液化气，自压进入液化气预碱洗混合器（M-601）与循环碱液混合后进入液化气预碱洗罐（D-601）沉降分离出碱液后，液化气从罐顶流出进到液化气脱硫醇抽提塔（C-601）下部，自下而上与塔顶流下的含催化剂碱液在装有FG格栅填料层中逆向接触，将液化气中的硫醇抽提出来生成溶于碱液的硫醇钠盐随同碱液一起从塔底流出经过液化气脱硫醇碱液加热气（E-601）加热至60℃，再经碱液氧化混合器（M-602）与空气混合后进入碱液氧化塔（C-602），在催化剂作用下，碱液中的硫醇钠被空气中的氧氧化成二硫化物，同时碱液得到再生。二硫化物随碱液一起从C-602顶部出来进到液化气抽提碱液分离罐（D-602）中，碱液由液化气抽提循环泵（P-601）抽出泵入C601
上部循环使用，而二硫化物则定期通过二硫化物泵（P-603）送出装置，D-602中的废气经压控阀送往全厂火炬系统。C-601顶部出来的精制液化气经液化气水洗混合器（M-603）与由液化气水洗泵（P-602）送来的新鲜水混合后进入液化气水洗罐（D-603）初步分层脱去水份，水洗后的液化气最后进到液化气脱水罐（D-604）脱除游离水后送往气体分馏装置。
在整个过程中明确下列主要设备的操作条件是必要的： 干气脱硫塔C-401
溶剂再生塔
汽油脱硫醇抽提塔C-501
碱液氧化塔C-502
液化气脱硫抽提塔C-601 碱液氧化塔C-602
整个双脱过程中主要危险点的工艺参数及监控要点如下：
酸性气罐：液位 50士10%；H2S浓度 约50% 爆炸极限 4.3-46%；酸性题采样时须两人以上，配戴防毒器具，站上风口硫化氢报警仪是否完好；设备、管线、阀门等有无泄露。
碱泵（P-601）：出口压力 2.7-3.0MPa 温度 50-70℃ 碱液浓度 15% 操作维修时防止碱液灼伤；定期检查泵体、管线、阀门等有无泄露，泵运行是否正常。
2.7气体分馏装置
从脱硫脱硫醇部分来的精制液化气进入丙烷塔进料罐（D-701），然后由丙烷塔进料泵（P-701）抽出，经丙烷塔进料加热器（E-701）加热至约65℃，进入丙烷塔（C-701），从塔顶出来的气相馏分经丙烷塔顶冷凝器（E-705/1.2）冷凝至47℃的饱和液体，再进入丙烷塔顶回流罐（D-702）。D-702中的液体 一路由丙烷塔回流泵（P-702）抽出作为塔C-701顶回流，另一路由乙烷塔进料泵（P-703）送至乙烷塔（C-702）进料，从C-702顶出来的气相馏分，经乙烷塔顶冷凝器（E-706/1.2）冷凝至约39℃后进入乙烷塔回流罐（D-703），不凝气（主要是C2馏分）经D-703顶压控阀排出进入工厂燃料系统作燃料或去裂解吸收稳定部分，进一步回收其中的C3馏分，D-703中液体经乙烷塔回流泵（P-704）抽出作为C-702顶回流，C-702底部液体经调节阀进入丙烯塔（C-703），C-703顶汽相馏分进入丙烯塔（C-704）底部，C-704顶的气相馏分经丙烯塔顶冷凝气（E-707/1-4）冷凝至47℃的饱和液体后进入丙烯塔回流罐（D-704），D-704中的液体用丙烯塔回流泵（P-705）抽出，一路作为C-704顶回流，另一路经丙烯产品冷却器（E-708）冷却至40℃作为丙烯产品出装置。C-703底液相馏分用丙烷产品泵（P-708）升压或走线利用自压，经丙烷产品冷却器（E-709）跨冷却至40℃后作为丙烷产品出装置。C-701底液相馏分经碳四产品冷却器（E-710/1.2）冷却至40℃后作为碳四产品出装置。
丙烷塔、乙烷塔和丙烯塔的各冷凝、冷却器均用32℃的循环水冷却，各塔底的重沸器E-702、E-703、E-704均用0.35MPa的蒸汽加热，排除的凝结水经各塔底的凝结水罐送至凝结水总罐（D-708），汇集裂解和双脱部分来的凝结水后，用凝结水泵（P-709）送往热工处理后回收利用。
气分系统中的主要设备工艺条件如下：
在气分系统中的主要危险点的工艺参考与监控要点如下：
气分E-707：压力〈1.75MPa 温度 30-35℃，本体、管线、阀门等有无泄露；丙烯爆炸极限 2.0-11.1% 操作时防止冻伤和爆炸；可燃性气体报警仪是否完好、消防设施是否完好。
液化气泵（P-704）：出口压力 2.4-2.8MPa 温度30-35℃；泵体、管线、阀门等有无泄露，泵运行是否正常，润滑油油箱液面、油质情况，操作时防止冻伤和爆炸；可燃性气体报警仪是否完好，消防设施是否完好。 2.8工艺的危险性
2.8.1重要工艺指标极其危险性
提升管出口温度 指标：520-545℃，反应温度是反应深度的重要标志，正常通过调节反应温度来改变产品分布、反应温度高、反应深度大，气体产率大；但反应温度过高会引起反应深度过大，使生焦增大，再生器温度容易超温，若注风量不足，会引起碳堆积，造成事故；若反应温度过低，原料油中的重组分不能完全汽化，会引起待生催化剂带油，引发事故。
预混合烧焦管压降 指标：0.05-0.015Mpa，为了提高装置的效果，本装置的再生器采用了烧焦管+床层的形式，因而烧焦管的烧焦效果好坏对催化剂再生影响较大，而预混合烧焦管压降对烧焦管烧焦影响较大，提高预混合烧焦管压降，可提高预混合烧焦管烧焦效果，但预混合烧焦管压降过大，会引起烧焦管噎噻，
主风机出口压力超高，造成主风机飞动。两器催化剂循环中断，反应切断进料。
再生器压力 指标：0.08-0.12Mpa，再生压力决定了再生烟气中的氧气分压，它是焦炭燃烧速度、催化剂循环量、两器差压的重要因素。再生压力高，焦炭燃烧速度快，再生剂推动力大。再生压力由双动滑阀开度调节。若再生压力过高，会影响催化剂循环，引起主风机出口压力过高，造成主风机飞动，若再生压力过低，影响催化剂循环，严重时会造成催化剂倒流，造成事故。
余热锅炉上汽包液位 指标：30-70% ，为了余热锅炉的正常运行，必须保证余锅上汽包液位正常，若汽包液位过高，会引起蒸汽带水，严重时会造成蒸汽管线打水击；若水位过低，易造成锅炉干锅，出现干锅时，必须停炉，若继续上水，会造成余锅爆管，形成爆炸事故。 2.8.2工艺过程中的危险性
主要设备的危险性及监控：
反应器、再生器是裂解装置关键设备，其内装有高温催化剂，充满易燃易爆和高温的烃类油气。若再生器床层稀密相严重超温，处理不当或不及时，将会损坏催化剂和设备，若因操作失误，将导致催化剂倒流，大量空气进入反应器，甚至造成火灾爆炸事故。
加热炉、辅助燃烧室是装置重要设备。（辅助燃烧室只是在开工过程中使用，其炉膛温度控制在≯950℃高温），假如炉炉膛温度≯800℃，操作温度在300-400℃之间，炉管由于长期高温作用，腐蚀冲刷、局部过热，过高的油渣线速，极易导致炉管减薄穿孔，引起火灾或爆炸。如因事故熄火，瓦斯在烟道中聚集极易发生爆炸事故。在开工点炉过程中，如操作程序错误或处理不当也易发生爆炸事故。加热炉火源也是装置唯一明火点，如某一部位大量油气泄露，扩散至炉区将发生恶性爆炸事故。
裂解系统锅炉是利用裂解再生器产生的高温混合烟气，依次经过过热器→蒸发器→省煤器→烟囱，它主要是利用高温烟气（620-680℃）与各受热面管内介质进行对流换热，使水蒸气汽化，最终在过热段生成415℃，3.82MPa高温高压的过热蒸汽，加强对余锅设备维护保养使其正常运行，严防超温超压、满水缺水等事故发生。
原料油经裂解反应后，其反应产物就要经过容器进行油气分离，油气分离器
液位的控制就非常重要，液位过高则导致反应系统憋压，而且气压机入口富气带油会损坏气压机，甚至有爆炸危险；液位过低，将引起稳定系统操作波动。
双脱胺液脱除干气、液化气中硫化氢之后，经再生后循环使用，这样从再生塔顶出来的酸性水、酸性气就带有大量的硫化氢，实际操作中要严加注意，硫化氢对人体有很大危害，若容器管线、阀门泄露，超过允许浓度范围，都将发生人体中毒事故。
气分装置是以液化气为原料，最高操作压力为3.2MPa，生产以丙烯为目的产品的装置，容器、冷换设备、机泵、阀门、管线泄露都将造成大量气体泄露，如遇火星或明火就会发生燃烧或爆炸。
裂解车间关键生产装置及重点生产部位危险区域分布图
催化裂解关键生产装置三级监控网络图
2.8.3工艺介质的危险性
干气：干气主要是各种气态烃，经分离可得乙烯、丙烯、丁二烯、异戊二烯、环戊二烯等，其主要有害物质为烷烃、环烷烃、烯烃、芳烃、硫醇、硫醚等。中毒主要表现为共剂失调和乏力，偶尔可出现抽搐现象，长期吸入者主要引起神衰症侯群、植物神经功能紊乱，以抑制过程占优势。
液化气：主要成分为丙烷、丙烯、丁烷、丁烯等。 闪点：-74℃ 自然点：426-537℃ 最小引燃能量为0.25MJ 爆炸极限；2.0-11（v%） 属甲类火灾危险物质，具有轻度麻醉作用。
汽油：相对密度：0.67-0.71（液体） 3-4（气体） 熔点〈-60℃ 沸点 40-200℃ 闪点：-50℃ 爆炸极限：1.3-6.0%（v%） 自燃点：415-530℃ 属甲B类火灾危险物质，低毒类麻醉性毒物，能使中枢神经系统机能紊乱，低浓度引起条件反射的改变，高浓度引起呼吸中枢麻痹，重浓度引起意识突然丧失，呼
吸停止而死亡。
硫化氢：分子量 34.08 相对密度 1.189（气体） 熔点 -83.8℃ 沸点 –60.2℃ 蒸汽压 101.3Kpa（60.4℃） 506.5Kpa（-22.3℃）2026.1Kpa（25.5℃） 4052.3Kpa（55.8℃） 6078.5Kpa（76.3 ℃）爆炸极限 4.3-46% 自然点 260℃ 车间空气最高容许浓度 10mg/m3硫化氢为无色气体，有臭鸡蛋味，溶于水和乙醇、汽油、煤油、原油，溶于水后生成硫化氢，化学性质不稳定。硫化氢是强烈的神经毒物，对黏膜有明显刺激作用，硫化氢经呼吸道吸收很快，在血中一部分很快被氧化为无毒的硫酸盐和硫代硫酸盐等经尿排出，一部分游离的硫化氢经肺排出，体内无蓄积作用。目前认为硫化氢的全身作用是通过与细胞色素氧化酶及这一类酶中的二硫键起作用，影响细胞氧化过程，造成组织缺氧。高浓度可直接麻痹呼吸中枢而立即引起窒息，造成“电击式”中毒。
易造成人体烫伤的催化剂、油品（油浆），蒸汽等高温介质，以及易灼伤人体的碱液。如果油浆大量泄露，将会出现浓重烟气，着火燃烧。油浆在本装置存在于裂解分馏E207、E208、P207、P208、P209及管线之中。
丙烯： 组成 C3H6〉99.9% C3H8〈1% （v） 含水〈100ppm 总硫〈20ppm 分子量 42.08 相对密度 0.5139（液体） 1.46（0℃气体）熔点 –185.2℃ 沸点 –47.7℃ 闪点 -108℃ 爆炸极限 2.0-11.1%
丙烷： 分子量44.10 相对密度 0.531（0℃液体） 1.56（气体）熔点 -189.9℃ 沸点 -42.5℃ 闪点 -105℃ 爆炸极限 2.2-9.5% 丙烯、丙烷存在于气分系统区域，属甲类火灾危险物质，具有轻度麻醉和刺激作用。 2.9装置生产安全措施
装置生产安全操作要点：
⑴ 对反-再高温部位每天进行检查，发现隐患及时消除，防止高温催化剂和油气泄露，特别防止反-再系统油气倒窜。
⑵ 热锅炉生产中要搞好平稳操作，特别注意液位和压力参数的变化， 加热对锅炉本体及安全附件的检查
⑶ 正常操作时，反应置换催化剂过程中，应控制卸剂速度，防止大型加、卸料线、废催化剂罐超温，同时应防止再生器发生二次燃烧
⑷ 双脱区域注意H2S泄露，一旦发现理解汇报调度，进入危险区人员戴防
毒面具，停胺液再生塔重沸器热源，并关酸性气出装置阀，残余H2S放火柜泻压。H2S气体采样时戴防毒面具，作业人员站在上风向，一人作业，一人监护。气体分馏岗位在操作中，应防止设备超温超压。
⑸ 主风机、气压机要定期检查润滑油质量，严防超电流、超转速运行 ⑹ 保证加热炉的“三门一板”灵活好用，保持炉膛负压1-3mm水柱，防止炉火扑管或外喷伤人，炉火熄灭重新点炉时，一定要用蒸汽赶尽炉内瓦斯，防止火灾爆炸事故发生。
⑺ 冷换设备的投用应按程序操作，关闭排凝后先开进出口阀后关付线阀；先开冷流，后开热流；停用时，先停热流，后停冷流，先开付线阀，后开进出口阀。
⑻ 瓦斯凝缩油不允许排入下水系统，用气体压送方式密闭回收。严禁各种汽油向下水道排放。向放火柜放空必须先向调度汇报。
⑼保持机泵“三态”，备用机泵定期盘车，冷却水畅通，热油泵处于热态，封油线贯通。
⑽CS操作室必须保持清洁，保持室内气温的稳定，防止气温超高。紧急事故的处理原则：
一 、当装置发生事故，虽经努力不能维持安全运行时，应迅速降量处理，若降量后，仍不见效果，则应切断进料，作紧急停工处理。所谓紧急停工，是指反应提升管切断进料，维持两器或单器流化；分馏维持油浆、二中、原料油三路循环，稳定维持三塔循环，双脱维持胺液、碱液循环，气分维持单塔循环，紧急停工后，视当时情况，重新组织生产，若装置无法恢复时，则按正常停工处理。
二 、装置发生下列事故，需紧急停工处理：全装置停水、电、汽、风，短期无法恢复时；DCS故障，短期无法恢复，操作无法进行时；设备严重故障危及安全生产或发生火灾、爆炸事故时；主风中断时；两器流化失常，催化剂循环中断或倒流；反应温度小于450℃，采取措施后仍有继续下降趋势时。
三、在任何情况下处理紧急事故都必须遵循下列原则：1、在处理事故时，两器催化剂藏量不得互相压空，防止空气和油气互窜造成超压甚至爆炸事故，必要时，两器可相互隔离，实行单器流化。2、在提升管切断进料之前，一般情况下提升管出口温度不得低于450℃，以防再生器冒黄烟，当反应温度降至450℃
时，应及时降量，若温度继续下降，则需切断进料。3、切断进料后，再生温度下降至370℃之前，在有主风情况下，应及时喷燃烧油，若燃烧油喷不着，则必须卸出系统内催化剂，当温度低于250℃时，应停止各路注汽，防止催化剂和泥。
4、在两器保持催化剂循环的情况下，必须保持分馏塔底油浆循环，防止油浆泵抽空，若油浆循环长期中断，则应将反应器内催化剂尽量转入再生器，切断两器催化剂循环，维持单器流化。5、主风自保投用后，应立即去现场关闭2个焦化蜡油喷嘴和4个原料油喷嘴器壁阀并检查各自保阀动作情况，若无动作应迅速打开或关闭有关阀门。6、在任何情况下，不合格的液化气、汽油不得送往双脱部分。
四、下列手段平时必须良好备用状态
1、压机入口放火炬线。2、油浆紧急放空出装置线。3、催化剂大型卸料线。
4、开工循环线。5、事故旁通线。6、不合格产品线。7、装置自保系统。8、燃料油线。9、余锅旁路。
2.10控制参数异常事故处理预案
在整个工艺过程中很好的控制温度及其压力是相当重要的，温度或压力超过一定的范围就会使影响生产使生产停滞、甚至发生重大伤亡事故。因此建立了以下针对温度及压力波动预案。
反应温度大幅度波动
现象：Tic101A、Tic101B显示的反应温度大幅度变化
危害性：温度过低会造成待生催化剂带油，严重时再生烟气大烟囱冒黄烟甚至着火。
原因：①原料油、回炼油、油浆流控表失灵，或机泵发生故障，使总进料量发生变化，造成反应温度大幅度波动。②因主风、两器压差、松动风压力、汽提蒸汽、提升管中部注汽等大幅度变化，引起催化剂循环量大幅度变化。③原料油带水，或轻组分过多，造成反应温度急剧下降。④由于F201火嘴燃烧情况、燃烧性质变化造成炉出口温度大幅度变化，引起反应温度波动。⑤反应器、再生器压力大幅度波动。⑥再生器流化质量恶化，脱气罐流化不佳，引起下料不畅。⑦仪表故障。
处理方法：①原料油、回炼油、油浆流控表失灵时，应及时改为手动控制，
或者走付线控制，维持进料量平稳。；若机泵故障，应立即切换至备用泵，并联系调度予以处理。②当主风、差压、汽提蒸汽中部蒸汽等变化时，应迅速调整，消除波动原因，维持两器藏量，压力的平稳。③判断为原料油带水时，按原料油带水操作要求来进行。④调整加热炉负荷及燃烧状况，并联系各岗位保持瓦斯管网压力、性质的平稳。⑤适当调整主风总量及各段主风、流化风的分配，改善再生器及脱气罐流化状况。⑥在反应温度持续下降时，除相应提反应温度外，还可适当降量。⑦仪表故障时，应及时联系仪表工处理。
两器差压大幅度变化
现象：两器差压PDI115出现大幅度变化，同时反应压力或再生压力出现大幅度变化。
危害性：易造成两器催化剂互窜，严重时会造成爆炸事故。
原因：①再生器双动滑阀失灵，导致再生压力波动②反应压力大幅度波动③仪表故障
处理：催化裂解的控制方案中，两器差压不是一项主要参数，它的反应压力、再生压力均为单独控制，两器差压对催化剂循环量、两器的流化等均直接相关，影响较大，所以操作中必须对其密切注视，严防差压超出指标。①若再生器压力波动，应按再生压力控制方法迅速查明原因，予以处理。双动滑阀故障应及时派专人处理。②若反应压力波动，按反应压力大幅度变化来处理，迅速使压力平稳③仪表失灵，应及时予以处理④在处理过程中，密切注视反应器藏量，汽提段压降，脱气罐料位的变化情况，两器之间不得互相压空，若无法维持，应启用自保系统。